一种催化裂化方法
【技术领域】
[0001] 本发明属于烃油催化裂化领域，特别涉及一种催化裂化方法。
【背景技术】
[0002] 常规提升管式催化裂化目前仍为我国石油二次加工的主要手段，并且在我国炼油 企业占有极其重要的地位。但是，常规提升管式催化裂化存在着以下几方面的问题：1.再 生器温度无法实现有效控制造成油剂接触温度高、剂油比低（4~8)，结果是产品分布恶 化、干气和焦炭产率1?、总液体收率低；2,反应时间（一般在3~4s左右）长，过长的反应 时间加剧了原料裂化的二次反应，使裂化气和焦炭产率增加，降低了汽、柴油馏分的收率； 3,提升管反应器中结炭催化剂产生滑落返混，由此在提升管式反应器原料喷嘴上部，结炭 滑落的催化剂与雾化原料和初期裂化生成物再次接触，恶化了产品分布，降低了催化剂对 原料裂化的产品选择性；4,目前在常规提升管式催化裂化装置上降低自身汽油烯烃的主要 方法不是增加了装置能耗，就是损害了柴油的品质。
[0003] 另外，催化裂化汽油烯烃含量一般在40~60v%之间。而我国催化裂化汽油在我 国汽油产品中的份额达70%以上，致使成品汽油中的烯烃含量远高于我国现在执行的国IV 油品质量要求汽油的烯烃含量不大于35v%的标准。传统的加氢精制虽然能够将汽油中的 烯烃降到很低，但却大幅度的损失了汽油的辛烷值。因此，国内各研究机构针对降低汽油烯 烃含量开发了各种技术：中石化石油化工科学研究院开发的降低催化汽油烯烃含量的GOR 系列催化剂（《石油炼制与化工》2002年7期第5~8页），可以使FCC汽油烯烃降低10个 百分点左右；中石化洛阳石化工程公司炼制研究所开发的降低催化汽油烯烃含量的LAP系 列助剂（《炼油设计》2001年9期第23~27页），催化剂中加入5%的LAP助剂时，可以使 FCC汽油烯烃降低10个百分点左右。在工艺方法上，中石化石油化工科学研究院开发的具 有降低汽油烯烃含量功能的MGD工艺（《石油炼制与化工》2002年2期第19~22页），要 兼顾主提升管重油催化裂化的反应条件，汽油改质的量有限，降烯烃幅度也不太理想。
[0004] 中国专利ZL200510017751. 5所涉及再生催化剂降温技术是利用催化裂化双提升 管的技术优势，有效降低了装置的干气、焦炭产率，提高了液体收率，产品分布得到改善。催 化汽油经过轻烃提升管改质，改质后汽油烯烃含量降至10~25v%，降幅25~50个百分 点；汽油辛烷值（RON)提高0. 1~2个单位；汽油硫含量降低20~40%。但该技术仍存在 以下几方面不足：1.再生器温度无法实现灵活控制，该技术优势仅体现于两根以上提升管 的催化裂化装置。2.由于该技术为传统的提升管式催化裂化，仍表现出了反应时间长、干气 及焦炭产率相对高、产品分布相对差。3.劣质汽油单独改质时导致装置的干气和焦炭产率 进一步增加，改质汽油收率降低，装置能耗上升。
[0005] 美国专利USP :5462652技术在反应沉降器中实现了原料短反应时间，大剂油比操 作，使装置的裂化气、焦炭产率下降，液体收率提高，产品分布得到改善。但该技术没有涉及 自身生成汽油降烯烃技术。
[0006] 因此，如何控制再生催化剂温度、提高催化裂化反应的剂油比，缩短反应时间、降 低总的裂化气（包括液化气）和焦炭产率，并且在提高汽柴油馏分收率的前提下，降低自身 生成汽油的烯烃含量对提高汽油油品质量、降低装置能耗、提高经济效益具有重要意义。
【发明内容】
[0007] 本发明的目的在于提供一种催化裂化方法，以解决现有催化裂化工艺再生温度无 法有效控制、再生催化剂与原料反应时间长、剂油比低，生成汽油烯烃含量高等方面的综合 技术困难。使用本发明催化裂化方法可降低裂化气和焦炭产率，大幅度提高汽油和柴油馏 分收率，改善汽油产品质量。
[0008] 本发明提供一种催化裂化方法，其特征在于包括下述步骤：
[0009] (a)来自冷却器的再生催化剂分为两路：一路经过第I再生催化剂输送管进入管 式反应器与经进料喷嘴进入的原料油混合接触反应；另一路经取热器通过第II再生催化 剂输送管进入管式反应器进行强化反应，两路再生催化剂进入管式反应器的入口位置之间 的距离为管式反应器总长度的1/3至2/3,反应后的物流进入沉降器进行气固分离，分离出 的反应生成油气进入分馏系统进行分馏，分离出的待生催化剂进入步骤（b);
[0010] (b)来自步骤（a)的待生催化剂向下进入沉降器汽提段汽提，汽提后的待生催化 剂进入烧焦器进行烧焦，烧焦器内生成的半再生催化剂上行再进入管式烧焦器与烧焦风接 触进行烧焦得到再生后的催化剂，再生后的催化剂进入冷却器中的旋风分离器进行催化剂 与烟气分离，分离出的烟气排出，分离出的再生催化剂通过外取热器与来自冷却风分布板 的冷却风对再生后的催化剂进行冷却，冷却后的再生催化剂循环使用。
[0011] 本发明进一步技术特征在于：所述经过第I再生催化剂输送管进入管式反应器的 再生催化剂温度为580~650°C，经过第II再生催化剂输送管进入管式反应器的再生催化 剂温度为430~550°C。
[0012] 本发明进一步技术特征在于：所述管式反应器的操作条件为，反应温度为470~ 550°C，较好为480~540°C，最好为490~520°C，总反应时间为0. 5~I. 5s ;经过第I再 生催化剂输送管进入管式反应器的再生催化剂与经进料喷嘴进入的原料油的接触反应时 间为0. 3~I. 2s，较好为0. 5~I. 0s，最好为0. 6~0. 8s，剂油比为5~10 ;经过第II再 生催化剂输送管进入管式反应器的再生催化剂与反应油气的接触反应时间为〇. 2~I. 0s， 较好为〇. 3~0. 8s，最好为0. 4~0. 6s ;剂油比为4~8。
[0013] 本发明进一步技术特征在于：所述烧焦器内的烧焦温度为600~750°C，，较好为 620~720°C，最好为660~700°C;空气线速为0. 7~I. 5m/s，待生催化剂停留时间为3~ 20min，较好为5~15min，最好为7~lOmin。
[0014] 本发明进一步技术特征在于：所述管式烧焦器内的烧焦温度为600~750°C，管式 烧焦器底部补充新鲜烧焦空气，其总空气线速为3. 0~20m/s，烧焦时间I. 0~10s。
[0015] 本发明与现有技术相比，具有以下的有益效果：
[0016] 1)本发明设置烧焦器和管式烧焦器进行复合烧焦，待生催化剂在复合烧焦过程 中完成催化剂的再生；设置的冷却器通过外取热器和空气的协同作用将再生催化剂冷却至 580~650°C，从而实现催化裂化短反应时间、大剂油比操作。达到了降低催化裂化裂化气 和焦炭产率、大幅提高汽油和柴油馏分收率的工艺目的。克服了现有的催化裂化工艺再生 催化剂与原料的接触温度高、反应时间长、剂油比低，产品分布差等方面的综合技术困难。
[0017] 2)来自冷却器的再生催化剂被分为两路分别进入管式反应器：一路进入管式反 应器与经进料喷嘴进入管式反应器的原料油混合接触反应，再生催化剂进入管式反应器的 温度为580~650°C ;另一路经取热器并通过再生催化剂输送管进入管式反应器距进料位 置1/3至2/3处与生成油气进行强化反应，一方面可以提高原料的转化率，另一方面可以对 生成的汽油进行降烯烃反应。来自取热器的再生催化剂温度（430~550°C)进入管式反应 器中部与反应油气的接触时间为〇. 3~0. 7秒，剂油比为4~8。在管式反应器中，再生催 化剂与原料总的接触反应时间为0. 5~I. 5s、反应油气平均线速5~20m/s，管式反应器出 口温度为470~550°C，总剂油比为5~20,管式反应器的绝对压力为0. 15~0. 40MPa。
[0018] 本发明通过上述方法，使自身生成汽油的烯烃含量降低了 10~20个体积百分点、 汽油辛烷值（RON)提高了 0. 1~0. 5个单位，解决了催化裂化改质自产汽油时造成的装置 能耗上升的问题。
[0019] 3)本发明与常规催化相比裂化气产率下降使反应热降低，汽油在同一管式反应器 中生成并得到改质，这些因素可使采用本发明的能耗下降，经济效益提高。
[0020] 本发明适用于常压渣油、减压渣油、直馏蜡油、焦化蜡油、脱浙青油、加氢尾油、回 炼油、油浆、页岩油、合成油和煤焦油等各种烃类重油的催化裂化加工。
[0021] 下面结合附图、【具体实施方式】和实施例对本发明作进一步详细的说明。但并不限 制本发明要求保护的范围。
【附图说明】
[0022] 图1是本发明一种催化裂化方法的装置示意图。
[0023] 图中所示附图标记为：
[0024] 1-冷却器集气室，2、3、18、19、-冷却器旋风分离器，4-冷却器，5-冷却器密相床， 6A-第I挡板，6B-第II挡板，7-冷却风，8-汽提蒸汽，9A-第I再生催化剂输送管，9B-第 II再生催化剂输送管，10-进料喷嘴，11-管式烧焦器，12-管式反应器，13-烧焦风分布环， 14-待生催化剂流量控制阀，15-烧焦器，16-主风，17-混合烟气，20-取热器，21-冷却风分 布板，22A-第I再生催化剂流量控制阀，22B-第II再生催化剂流量控制阀，23-反应油气 (去分馏系统），24-油气集气室，25、26、28、29_沉降器旋风分离器，27-沉降器，30-沉降器 汽提段，31-待生立管，32-待生斜管，33-主风分布管，34-原料油，35-外取热器。
【具体实施方式】
[0025] 如图1所示本发明一种催化裂化方法如下：
[0026] (a)来自冷却器4的再生催化剂分为两路：一路向下经过第I再生催化剂输送管 9A和第I再生催化剂流量控制阀22A进入管式反应器12与经进料喷嘴10进入管式反应器 12的原料油34混合接触反应；另一路经取热器20取热，之后向下通过第II再生催化剂输 送管9B和第II再生催化剂流量控制阀22B进入管式反应器12进行强化反应，所述两路再 生催化剂进入管式反应器的入口位置之间的距离为管式反应器总长度的1/3至2/3。反应 后的物流进入沉降器27经沉降器旋风分离器29和沉降器旋风分离器25进行气固分离，分 离出的反应生成油气23经沉降器集气室24进入分馏系统进行分馏，分离出的待生催化剂 进入步骤（b);
[0027] (b)来自步骤（a)的待生催化剂向下进入沉降器汽提段30进行水蒸气8汽提。经 沉降器27的沉降器旋风分离器28和沉降器旋风分离器26分离的油气和汽提水蒸气经沉 降器集气室24进入分馏系统进行分馏；经沉降器汽提段30汽提后的待生催化剂通过待生 立管31和待生斜管32、待生催化剂流量控制阀14进入烧焦器15进行烧焦。进入烧焦器 15的待生催化剂与来自烧焦器15主风分布管33的主风16接触进行烧焦，烧焦器15内